SU434660A3 - METHOD OF CATALYTIC GASIFICATION OF HYDROCARBONS - Google Patents
METHOD OF CATALYTIC GASIFICATION OF HYDROCARBONSInfo
- Publication number
- SU434660A3 SU434660A3 SU1778632A SU1778632A SU434660A3 SU 434660 A3 SU434660 A3 SU 434660A3 SU 1778632 A SU1778632 A SU 1778632A SU 1778632 A SU1778632 A SU 1778632A SU 434660 A3 SU434660 A3 SU 434660A3
- Authority
- SU
- USSR - Soviet Union
- Prior art keywords
- hydrogen
- line
- reaction zone
- stream
- catalyst
- Prior art date
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
- C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
- C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
- C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
- C01B3/38—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents using catalysts
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
- C10G2400/26—Fuel gas
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Health & Medical Sciences (AREA)
- General Health & Medical Sciences (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Combustion & Propulsion (AREA)
- Inorganic Chemistry (AREA)
- Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Catalysts (AREA)
Description
Изобретение относитс к нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности и может быть использовано дл производства богатого метаном газа, пригодного дл синтезов или сжигани , путем газификации.The invention relates to the refining and petrochemical industries and can be used to produce methane-rich gas suitable for synthesis or combustion by gasification.
Известен способ каталитической газификации углеводородов, осуществл емый в одну ступень.The known method for the catalytic gasification of hydrocarbons, carried out in one step.
К недостаткам такого способа молшо отнести непродолжительный срок службы катализатора и использование тепла. Дл устранени этого недостатка предложен способ, по которому часть продукта из зоны каталитической газификации с низким молекул рным весом перерабатывают во вторичной зоне реакции с получением водорода и подвод т полученный водород на вход зоны реакции газификации, где смешивают с исходным сырьем.The disadvantages of this method include the short lifetime of the catalyst and the use of heat. To eliminate this drawback, a method has been proposed in which a portion of a product from a low molecular weight catalytic gasification zone is processed in a secondary reaction zone to produce hydrogen and the produced hydrogen is fed to the inlet of the gasification reaction zone, where it is mixed with the feedstock.
Способ применим в производстве обычной газовой смеси и особенно дл получени продукта , богатого метаном. В качестве исходного сырь можно использовать углеводородное сырье, включающее такие газовые компоненты , как этан, пропан и бутан, легкий бензин , имеющий конечную точку кипени около 121 - 149°С, и т желый бензии, имеющий начальную точку кипени около 121 - 149°С и конечную около 204-232°С. Другим исходным сырьем может быть смесь как газовых.The method is applicable in the production of a conventional gas mixture, and especially to obtain a product rich in methane. Hydrocarbon feedstocks can be used as feedstock, including such gas components as ethane, propane and butane, light gasoline with a final boiling point of about 121-149 ° C, and heavy gasium having an initial boiling point of about 121-149 ° C and the final about 204-232 ° C. Another feedstock can be a mixture like gas.
так и жидких компонентов, например смесь, состо ща из легких продуктов пр мой перегонки нефти, этана, пропана и бутана.and liquid components, for example a mixture consisting of light products of direct distillation of petroleum, ethane, propane and butane.
Больша часть катализаторов, пригодных дл преобразовани каталитических смесей, чувствительна к присутствию сер,нистых соединений составов.Most catalysts suitable for converting catalytic mixtures are sensitive to the presence of sulfur and compound compounds.
Сырье, иснользуемое в технологическо.ч процессе по предлагаемому способу, должноThe raw materials used in the technological process according to the proposed method should
содержать менее 25 вес. ч. на 1000 вес. ч. серных составл ющих, предпочтительно менее 10 вес. ч. на 1000 вес. ч. серных составл ющих , прин тых в расчете за чистую серу. Предварительна обработка сырь включает гидроочистку с использованием кобальтмолибденового катализатора с максимальной температурой катализаторного сло 316- 454°С. Давление пор дка 18-103 атм, посто нна объемна скорость подачи жидкостиcontain less than 25 wt. h. per 1000 weight. including sulfur components, preferably less than 10 wt. h. per 1000 weight. including sulfur components, based on pure sulfur. The pretreatment of raw materials involves hydrotreating using a cobalt-molybdenum catalyst with a maximum temperature of the catalyst layer of 316-454 ° C. Pressure of about 18-103 atm. Constant volumetric flow rate
(0,1 -10 ) и концентраци водорода с отношением 18-270 об. Н2 при 15°С и I атм на 1 об. С при 15°С (соотношение объе.мов пор дка 100-1500 при стандартных услови х температуры и давлени ).(0.1 -10) and hydrogen concentration with a ratio of 18-270 vol. H2 at 15 ° C and I atm at 1 vol. C at 15 ° C (volume ratio on the order of 100-1500 under standard conditions of temperature and pressure).
Полученный в результате сероводород удал ют любым пригодным способом.The resulting hydrogen sulfide is removed in any suitable manner.
Сырье, свободное от серы, смешивают с паром в таком количестве, чтобы обеспечить соотношение пара ку глероду, как 1,1:1-6:1, эSulfur-free raw materials are mixed with steam in such an amount as to ensure a steam to hydrogen ratio of 1.1: 1-6: 1
предпочтительней в пределах 1,3:1 до 4:1.preferably in the range of 1.3: 1 to 4: 1.
Смесь подают в зону реакции дарового крекинга или зону газификации с такой те.миературой , чтобы максимальна темиература сло катализатора оыла около -12/-ot o, .нредиочтительней 427-53Ь С.The mixture is fed to the reaction zone of the cracking of cracks or the gasification zone with such temperature. The maximum temperature of the catalyst bed is about -12 / -ot o, preferably 427-53 C.
Реакции парового крекинга будут эффективными при давлении от 1,й до 1ий атм, желательно в нределах 2о-иУ атм.Steam cracking reactions will be effective at pressures from 1 st to 1 atm, preferably within the range of 2 atm.
Известно широкое разнообразие катализаторов каталитической газификации с подачей вод ного пара.A wide variety of catalysts for catalytic gasification with steam supply is known.
В основном эти катализаторы содержат металлические компоненты, выбранные из группы VI - Б и грунны железа периодической системы и включающие хром, молибден, вольфрам, никель, железо и кобальт.Basically, these catalysts contain metal components selected from group VI - B and the subsoil of iron of the periodic system and including chromium, molybdenum, tungsten, nickel, iron and cobalt.
Известны также преимущества использовани активаторов, выоранных из щелочных и щелочноземельных металлов, включающих литий, натрий, калий, рубидий, берилий, магний , кальций, стронций и барий.The advantages of using activators that are alkaline and alkaline earth metals, including lithium, sodium, potassium, rubidium, beryllium, magnesium, calcium, strontium and barium, are also known.
Эти катализаторы, объединенные в основном с пригодным материалом - носителем тугоплавкой неорганической окиси, приготавливают как искусственным способом, так и используют их естественное состо ние. Предпочтительными материалами с тугоплавкой неорганической окисью вл ютс диатомит, каолин , аггапульгова глина, двуокись алюмини , кремни , циркони , гафни , бора и их смеси.These catalysts, combined mainly with a suitable carrier material of a refractory inorganic oxide, are prepared both artificially and their natural state is used. Preferred materials with refractory inorganic oxide are diatomite, kaolin, aggapulgova clay, aluminum dioxide, silicon, zirconium, hafnium, boron, and mixtures thereof.
Особенно цригодным и предпочтительным катализатором парового крекинга вл етс материал-носитель диатомита и каталитически активный комнонент никел , ускор ющий реакцию благодар использованию меднохромового или меднохромомарганцевого комплекса, или подавл ющий реакцию благодар добавлению окиси щелочноземельного металла.,-...-.,:A particularly suitable and preferred steam cracking catalyst is the diatomite carrier material and the catalytically active component of nickel, which accelerates the reaction by using a copper-chromium or copper-chromo-manganese complex, or suppressing the reaction by adding an alkaline earth metal oxide., -...-.:
Этот катализатор особенно предпочтителен, так как он обладает необычайно высокой степенью стойкости к сере.This catalyst is particularly preferred since it has an unusually high degree of sulfur resistance.
Поток продукта зоны реакции, содержащий, главным образом, метан, окись и двуокись углерода , водород и пар, охлаждаютс до температуры около 204-427°С, предпочтительней ниже 343°С.The product stream of the reaction zone, containing mainly methane, carbon monoxide and carbon dioxide, hydrogen and steam, is cooled to a temperature of about 204-427 ° C, preferably below 343 ° C.
Часть охлажденного продукта, обычно от 3 до 50 мол. % от свежего сырь , предпочтительно около 20 мол. %, отвод т во вторичную зону реакции, действующую в основном при том же давлении и температуре 593- 816С°.Part of the cooled product, usually from 3 to 50 mol. % of fresh raw materials, preferably about 20 mol. %, is diverted to a secondary reaction zone, operating mainly at the same pressure and temperature of 593-816 ° C.
В предлагаемом способе пар в количестве 50% от подачи сырь смешивают с частью потока , отведенного во вторичную зону реакции .In the proposed method, steam in the amount of 50% of the feed of the raw material is mixed with a portion of the stream diverted into the secondary reaction zone.
Катализатор во вторичной зоне реакции может быть таким же, что и в первичной зоне. Его обычно подбирают из катализаторов, описанных ранее, однако предпочтительным катализатором , примен емым в зоне реакции выделени водорода, вл етс компонент металла группы железа, объединенный с тугоплавкой неорганической окисью (смесь двуокиси алюмини и двуокиси кремни ).The catalyst in the secondary reaction zone may be the same as in the primary zone. It is usually selected from the catalysts described previously, however, the preferred catalyst used in the hydrogen evolution reaction zone is an iron group metal component combined with a refractory inorganic oxide (mixture of alumina and silicon dioxide).
При повышенном требовании эксплуатации реакции выделени водорода эффектны в том случае, если концентраци водорода увеличена до 40-60 мол. %.With the increased demand for exploitation, the hydrogen evolution reactions are spectacular if the hydrogen concentration is increased to 40-60 mol. %
Газ, обогащенный водородом, затем возвращаетс с тем, чтобы соединить с сырьем первичной зоны реакции. Богатый метаном газThe gas enriched with hydrogen is then returned to combine with the raw material of the primary reaction zone. Methane-rich gas
отдел ют и возвращают из оставшейс части потока первичной зоны реакции.separate and return from the remaining portion of the primary reaction zone stream.
Предпочтительна система дл регенерации конечного продукта показана на чертеже. Сырье, структура потока, эксплуатационныеA preferred system for regenerating the final product is shown in the drawing. Raw materials, flow structure, operational
услови , сепараторы, реакторы и т. п. типичны и могут широко варьироватьс , не ограничива описываемое изобретение. На чертеже приведены коммерческие размеры установки, сконструированной дл переработки приблизительно 41,5 мз/час легких продуктов пр мой перегонки нефти.conditions, separators, reactors, etc., are typical and can vary widely, without limiting the described invention. The drawing shows the commercial size of the plant, designed to process approximately 41.5 m3 / h of light distilled light distillate products.
Сырье содержит 1,46 мЗ/час пропана, 4,02 мз/час бутана, 8,47 мз/час пентана и 27,6 гексана и обычно т желые жидкие углеводороды. Сырье подвод т в процесс по линии 1 и смешивают с паром из линии 2 с расходом 3,14 кг/час, име в результате отношение пара к углероду 1,6:1. Смесь далее по линии 1 подают в подогреватель 3 и нагревают до такой степени, чтобы температура смеси на входе в реактор была около 499°С. Нагретый поток подают по линии 4 и перемешивают с возвращенным по линии 5 потоком обогащенного водорода, источник которогоThe feed contains 1.46 m3 / h of propane, 4.02 m3 / h of butane, 8.47 m3 / h of pentane and 27.6 hexane, and usually heavy liquid hydrocarbons. The feed is fed to the process via line 1 and mixed with steam from line 2 at a rate of 3.14 kg / hour, resulting in a steam to carbon ratio of 1.6: 1. The mixture is then fed through line 1 to the preheater 3 and is heated to such an extent that the temperature of the mixture at the inlet to the reactor is about 499 ° C. The heated stream is fed through line 4 and mixed with a stream of enriched hydrogen returned through line 5, the source of which
описан здесь далее, и затем смесь по линииdescribed hereafter, and then the mixture along the line
4 ввод т в реактор. Реактор содержит около4 is introduced into the reactor. The reactor contains about
28,6 мз катализатора с кажущейс объемной28.6 mz of catalyst with apparent volume
плотностью 0,98 г/см.density of 0.98 g / cm.
Катализатор содержит материал-носительThe catalyst contains a carrier material.
диатомита, около 38 вес. % компонента никел (пересчитанных на чистый никель), около 9 вес. % окиси магни и 7,5 вес. ,% меднохромомарганцевого компонента, в котором отношении молей меди к хрому и марганцу составл ет 1:1:0,1.diatomite, about 38 wt. % component of nickel (calculated on pure nickel), about 9 weight. % magnesium oxide and 7.5 wt. ,% of a copper-chromium-manganese component, in which the ratio of moles of copper to chromium and manganese is 1: 1: 0.1.
Давление в реакторе 6 на входе составл ет 41 атм. Из зоны 6 поток отвод т по линии 7 и подают в конденсатор 8, где охлаждают до температуры 271°С и отвод т по л-инпи 9.The pressure in the reactor 6 at the inlet is 41 atm. From zone 6, the stream is withdrawn via line 7 and fed to condenser 8, where it is cooled to a temperature of 271 ° C and withdrawn along l-inppi 9.
Полный поток продукта зоны реакции 6 имеет приближенный состав, указанный ниже, мол. %:The total product flow of the reaction zone 6 has an approximate composition indicated below, mol. %:
Метан32,2Methane32.2
Окись углерода0,5Carbon monoxide 0.5
Двуокись углерода11,5Carbon dioxide11.5
Водород8,6Hydrogen8.6
Пар47,2Par47,2
Около 30 мол. % охлажденного потока из трубопровода 9 удал ют по трубопроводу 10, сжимают, и по трубопроводу 10 подают в нагреватель 11. Вещество нагревают до температуры около 649°С и по линии 12 ввод т в реактор. Реактор 13 загружен катализатором, состо щим из 15% железа (в пересчете на чистый элемент) и смеси, состо щей по весу из 63% окиси алюмини и 37% окиси кремни . Из реактора 13 поток отвод т по линии 5 и соедин ют с нагретым загрузочным сырьем и паром в линии 4. Оставша с часть потока продукта по линии 9 ввод т в сменный конвертер 14 с температурой около 271°С и. з основном, с тем же давлением. Из сменного конвертера поток с температурой около 316°С по линии 15 подают к конденсатору 16, где охлаждают до температуры 266°С. Охлажденный материал затем по трубопроводу 17 ввод т во второй сменный конвертер 18 сменным конвертером 14 и 18 снижают концентрацию водорода в потоке продукта газификационного реактора 6. Водород реагирует с окисью и двуокисью углерода и производ т дополнительно метан и воду. Это очевидное превращение представлено ниже, кг.мол/час: СоставКонвертеры 1418 Метан15131528 Окись углерода0,60,05 Двуокись углерода447436 Водород6017 Пар22252270 Поток продукта от конвертера 18 с температурой около 271°С и давлением в 36 атм по трубопроводу 19 подают в конденсатор 20 и охлаждают. Охлажденный поток по трубопроводу 21 поступает в сепаратор 22, из которого по трубопроводу 23 удал етс сконденсированна вода. Поток из конвертера 18 и уже в основном освобожденный от воды по трубопроводу 24 подают в систему, удал ющую двуокись углерода 25. Двуокись углерода отвод т по трубопроводу 26, в то врем , как по трубопроводу 27 регенерируют газовый продукт , обогащенный метаном. В представленной схеме, как установлено выше, пар из трубопровода 2 отвод т по трубопроводу 28, чтобы соединить в линии 10 с потоком первичной зоны примерно 20% от подачи в линии 1, соедин ют с потоком реактора 6, вход щим в нагреватель 11. Двуокись углерода в системе 24 может быть удалена любым известным методом. Конечный газовый продукт, обогащенный метаном в линии 27 имеет состав, указанный ниже, кг-моль/час: Метан1527 Окись углерода0,05 Двуокись углерода47,2 Водород17,1 Вода3,2 Принципиальным преимуществом изобретени вл етс увеличение концентрации молекул рного водорода в общем потоке сырь , подводимом к газификационному реактору 6. В сравнении с процессом обработки нефт ного сырь , пользующимс вторичной, производ щей водород зоной реакции при условии производства равного количества продукции, уве тичиваетс срок службы катализатора до 45%. Другие преимущества включают меньшую величину загрузки нагревател 3, значительно больший к.п.д. использовани всего тепла. Предмет изобретени 1.Способ каталитической газификации углеводородов с вод иым паром, отличающийс тем, что, с целью повышени эффективности процесса, часть продуктов газификации с низким молекул рным весом подвергают обработке во вторичной зоне реакции с получением газа, обогащенного водородом, подаваемого на смешение с нагретьп сырьем. 2.Способ по п. 1, отличающийс тем. что во вторичной зоне реакции обрабатывают от 3 до 50 мол. %, продуктов газификации. 3.Способ по пп. 1 и 2, отличающийс тем, что обработку во вторичной зоне реакции осуществл ют при температуре от 427 до 816°С.About 30 mol. The% cooled stream from line 9 is removed through line 10, compressed, and line 10 is fed to heater 11. The substance is heated to a temperature of about 649 ° C and injected through line 12 to the reactor. The reactor 13 is loaded with a catalyst consisting of 15% iron (in terms of pure element) and a mixture consisting of 63% alumina and 37% silica by weight. From the reactor 13, the stream is withdrawn via line 5 and connected to the heated feedstock and steam in line 4. The remaining portion of the product stream via line 9 is introduced into exchangeable converter 14 with a temperature of about 271 ° C and. Basically, with the same pressure. From a replaceable converter, a stream with a temperature of about 316 ° C along line 15 is fed to a condenser 16, where it is cooled to a temperature of 266 ° C. The cooled material is then introduced via conduit 17 to the second exchange converter 18, the exchange converter 14 and 18 reduce the hydrogen concentration in the product stream of the gasification reactor 6. Hydrogen reacts with carbon monoxide and carbon dioxide and produces additional methane and water. This apparent conversion is presented below, kg.mol / h: CompositionConverters 1418 Methane15131528 Carbon monoxide 0.60.05 Carbon dioxide 447436 Hydrogen 6017 Par22252270 Product flow from converter 18 with a temperature of about 271 ° C and pressure of 36 atm through pipe 19 fed to condenser 20 and cooled . The cooled stream through conduit 21 enters the separator 22, from which condensed water is removed via conduit 23. The stream from converter 18 and already largely released from water through conduit 24 is fed to carbon dioxide removal system 25. Carbon dioxide is withdrawn through conduit 26, while pipeline 27 enriches the gas product enriched with methane. In the scheme presented, as stated above, steam from conduit 2 is withdrawn through conduit 28 in order to connect in line 10 with the flow of the primary zone about 20% of the supply in line 1, connect with reactor flow 6 entering heater 11. Dioxide carbon in system 24 can be removed by any known method. The final gas product enriched in methane in line 27 has the composition shown below, kg-mole / hour: Methane1527 Carbon monoxide0.05 Carbon dioxide47.2 Hydrogen17.1 Water3.2 The principal advantage of the invention is an increase in the concentration of molecular hydrogen in the total feedstock supplied to the gasification reactor 6. Compared with the processing of petroleum, using a secondary hydrogen-producing reaction zone, subject to the production of an equal amount of products, the service life of the catalyst is increased to 45%. Other advantages include a lower load on the heater 3, a much higher efficiency factor. use all the heat. The subject matter of the invention is 1. Method for the catalytic gasification of hydrocarbons with water vapor, characterized in that, in order to increase the efficiency of the process, some of the gas products with low molecular weight are processed in the secondary reaction zone to produce a gas enriched with hydrogen fed to the mixture with heating. raw material. 2. The method according to claim 1, wherein that in the secondary zone of the reaction process from 3 to 50 mol. %, gasification products. 3. Method according to paragraphs. 1 and 2, characterized in that the treatment in the secondary reaction zone is carried out at a temperature of from 427 to 816 ° C.
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US13749571A | 1971-04-26 | 1971-04-26 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| SU434660A3 true SU434660A3 (en) | 1974-06-30 |
Family
ID=22477687
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| SU1778632A SU434660A3 (en) | 1971-04-26 | 1972-04-25 | METHOD OF CATALYTIC GASIFICATION OF HYDROCARBONS |
Country Status (27)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US3744981A (en) |
| AT (1) | AT357256B (en) |
| AU (1) | AU459133B2 (en) |
| BE (1) | BE782300A (en) |
| BG (1) | BG25652A3 (en) |
| BR (1) | BR7202552D0 (en) |
| CA (1) | CA960460A (en) |
| CS (1) | CS167980B2 (en) |
| DD (1) | DD98533A5 (en) |
| DE (1) | DE2219949B2 (en) |
| EG (1) | EG10931A (en) |
| ES (1) | ES401940A1 (en) |
| FI (1) | FI55046C (en) |
| FR (1) | FR2134471B1 (en) |
| GB (1) | GB1379498A (en) |
| HU (1) | HU167538B (en) |
| IL (1) | IL39255A (en) |
| IT (1) | IT952766B (en) |
| NL (1) | NL7205538A (en) |
| NO (1) | NO136463C (en) |
| PH (1) | PH9982A (en) |
| PL (1) | PL84598B1 (en) |
| RO (1) | RO64680A (en) |
| SE (1) | SE387100B (en) |
| SU (1) | SU434660A3 (en) |
| YU (1) | YU35374B (en) |
| ZA (1) | ZA722626B (en) |
Families Citing this family (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS518964B2 (en) * | 1971-10-07 | 1976-03-23 | ||
| JPS5320002B2 (en) * | 1972-01-14 | 1978-06-24 | ||
| JPS5550080B2 (en) * | 1972-11-28 | 1980-12-16 | ||
| US3992166A (en) * | 1972-12-28 | 1976-11-16 | Japan Gasoline Co., Ltd. | Low temperature steam reforming process for hydrocarbons |
| US4000987A (en) * | 1973-02-03 | 1977-01-04 | Japan Gasoline Co., Ltd. | Low-temperature steam reforming process for hydrocarbons |
| US4000988A (en) * | 1973-06-20 | 1977-01-04 | Japan Gasoline Co., Ltd. | Low-temperature steam reforming process for hydrocarbons |
| US3904744A (en) * | 1973-10-01 | 1975-09-09 | Exxon Research Engineering Co | Process for the production of hydrogen-containing gases |
| US4160649A (en) * | 1978-08-25 | 1979-07-10 | Uop Inc. | Substituted natural gas via steam reforming of kerosene |
| US8142527B2 (en) * | 2005-03-21 | 2012-03-27 | Ben-Gurion University Of The Negev Research And Development Authority | Production of diesel fuel from vegetable and animal oils |
| GB201000097D0 (en) | 2010-01-05 | 2010-12-29 | Johnson Matthey Plc | Apparatus and process for treating natural gas |
Family Cites Families (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| FR1392474A (en) * | 1963-08-02 | 1965-03-19 | Gas Council | Process for preparing gas mixtures from a petroleum distillate |
| NL6804705A (en) * | 1967-04-03 | 1968-10-04 |
-
1971
- 1971-04-26 US US00137495A patent/US3744981A/en not_active Expired - Lifetime
-
1972
- 1972-04-18 ZA ZA722626A patent/ZA722626B/en unknown
- 1972-04-19 BE BE782300A patent/BE782300A/en unknown
- 1972-04-20 IL IL39255A patent/IL39255A/en unknown
- 1972-04-20 ES ES401940A patent/ES401940A1/en not_active Expired
- 1972-04-21 CA CA140,271A patent/CA960460A/en not_active Expired
- 1972-04-21 PH PH13476A patent/PH9982A/en unknown
- 1972-04-22 EG EG162/72A patent/EG10931A/en active
- 1972-04-24 IT IT49835/72A patent/IT952766B/en active
- 1972-04-24 DE DE2219949A patent/DE2219949B2/en not_active Withdrawn
- 1972-04-24 YU YU1083/72A patent/YU35374B/en unknown
- 1972-04-24 GB GB1886872A patent/GB1379498A/en not_active Expired
- 1972-04-24 NL NL7205538A patent/NL7205538A/xx not_active Application Discontinuation
- 1972-04-24 AT AT360472A patent/AT357256B/en not_active IP Right Cessation
- 1972-04-25 NO NO1433/72A patent/NO136463C/en unknown
- 1972-04-25 PL PL1972154975A patent/PL84598B1/pl unknown
- 1972-04-25 HU HUUI190A patent/HU167538B/hu unknown
- 1972-04-25 FI FI1172/72A patent/FI55046C/en active
- 1972-04-25 FR FR727214583A patent/FR2134471B1/fr not_active Expired
- 1972-04-25 SU SU1778632A patent/SU434660A3/en active
- 1972-04-25 DD DD162570A patent/DD98533A5/xx unknown
- 1972-04-25 SE SE7205442A patent/SE387100B/en unknown
- 1972-04-26 BR BR2552/72A patent/BR7202552D0/en unknown
- 1972-04-26 BG BG7200020333A patent/BG25652A3/xx unknown
- 1972-04-26 AU AU41537/72A patent/AU459133B2/en not_active Expired
- 1972-04-26 RO RO7270711A patent/RO64680A/en unknown
- 1972-04-26 CS CS2843A patent/CS167980B2/cs unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CA960460A (en) | 1975-01-07 |
| IL39255A0 (en) | 1972-06-28 |
| FR2134471B1 (en) | 1974-07-26 |
| DE2219949A1 (en) | 1972-11-16 |
| BE782300A (en) | 1972-08-16 |
| YU108372A (en) | 1980-06-30 |
| ES401940A1 (en) | 1975-03-01 |
| DE2219949B2 (en) | 1979-07-12 |
| AT357256B (en) | 1980-06-25 |
| IT952766B (en) | 1973-07-30 |
| ZA722626B (en) | 1973-01-31 |
| ATA360472A (en) | 1979-11-15 |
| FI55046B (en) | 1979-01-31 |
| AU4153772A (en) | 1973-11-01 |
| GB1379498A (en) | 1975-01-02 |
| BG25652A3 (en) | 1978-11-10 |
| NL7205538A (en) | 1972-10-30 |
| NO136463C (en) | 1977-09-07 |
| AU459133B2 (en) | 1975-03-20 |
| DD98533A5 (en) | 1973-06-20 |
| FI55046C (en) | 1979-05-10 |
| PL84598B1 (en) | 1976-04-30 |
| BR7202552D0 (en) | 1973-05-24 |
| PH9982A (en) | 1976-07-13 |
| HU167538B (en) | 1975-10-28 |
| US3744981A (en) | 1973-07-10 |
| NO136463B (en) | 1977-05-31 |
| SE387100B (en) | 1976-08-30 |
| FR2134471A1 (en) | 1972-12-08 |
| IL39255A (en) | 1975-05-22 |
| CS167980B2 (en) | 1976-05-28 |
| RO64680A (en) | 1980-01-15 |
| YU35374B (en) | 1980-12-31 |
| EG10931A (en) | 1976-10-31 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US3030297A (en) | Hydrogenation of coal | |
| US6156809A (en) | Multiple reactor system and method for fischer-tropsch synthesis | |
| RU2524720C2 (en) | Complex installation for gas processing | |
| US3737291A (en) | Process for reforming heavy hydrocarbons | |
| US20030070808A1 (en) | Use of syngas for the upgrading of heavy crude at the wellhead | |
| US3388074A (en) | Two-stage steam reforming with rapid warm-up in first stage by means of a promoted catalyst | |
| US4338292A (en) | Production of hydrogen-rich gas | |
| US3252774A (en) | Production of hydrogen-containing gases | |
| SU434660A3 (en) | METHOD OF CATALYTIC GASIFICATION OF HYDROCARBONS | |
| US1932174A (en) | Production of valuable hydrocarbons | |
| GB2035368A (en) | Producing gasoline from a synthesis gas | |
| US2565395A (en) | Production of hydrogen from hydrocarbon gases | |
| JP2010501685A5 (en) | ||
| US2346754A (en) | Fuel oil gasification | |
| US3467506A (en) | Catalytic conversion of liquid petroleum hydrocarbons | |
| US1949109A (en) | Reaction with hydrogen and in apparatus therefor | |
| US3932552A (en) | Integrated process for producing C2 hydrocarbons from carbon monoxide and hydrogen | |
| US1876009A (en) | Conversion of solid fuels and products derived therefrom or other carbonaceous materials into valuable products | |
| US3442632A (en) | Processes of producing fuel gases by reforming liquid hydrocarbons | |
| US3933979A (en) | Gas purifying method | |
| UA115304C2 (en) | Conversion of natural gas | |
| US2428914A (en) | Process for effecting exothermic catalytic reactions | |
| US1923576A (en) | Conversion of solid fuels and products derived therefrom or other materials into valuable liquids | |
| US3890112A (en) | Two-stage process for the conversion of liquid hydrocarbon to a methane rich gas stream | |
| US4251677A (en) | Process for obtaining gaseous streams rich in ethene |